分离甲醇-水混合液的填料精馏塔设计和大型化工装置拆除运输方案

沈阳化工大学化工原理课程设计说明书专业:班级：学生姓名：学号：指导老师：设计时间：成绩：化工原理课程设计任务书设计题目：分离甲醇-水混合液的填料精馏塔二原始数据及条件生产能力：年生产量甲醇1万吨（年开工300天）原料：甲醇含量为30%（质量百分数，下同）的常温液体分离要求：塔顶甲醇含量不低于95%，塔底甲醇含量不高于0.3%。建厂地区：沈阳三设计要求（一）.一份精馏塔设计说明书，主要内容要求：（1）.前言（2）.流程确定和说明（3）.生产条件确定和说明（4）.精馏塔设计计算（5）.主要附属设备及附件选型计算（6）.设计结果列表（7）.设计结果的自我总结与评价（8）.注明参考和试用的设计资料（9）.结束语（二）．绘制一份带控制点工艺流程图。（三）．制一份精馏塔设备条件图四．设计日期：20年5月20日至6月20日前言精馏塔分为板式塔和填料塔两大类。填料塔又分为散堆填料和规整填料两种。板式塔虽然结构较简单，适应性强，宜于放大，在空分设备中被广泛采用。但是，随着气液传热、传质技术的发展，对高效规整填料的研究，一些效率高、压降小、持液量小的规整填料的开发，在近十多年内，有逐步替代筛板塔的趋势。实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。精馏塔的优点：归纳起来，规整填料塔与板式塔相比，有以下优点：

1)压降非常小。气相在填料中的液相膜表面进行对流传热、传质，不存在塔板上清液层及筛孔的阻力。在正常情况下，规整填料的阻力只有相应筛板塔阻力的1/5～1/6；

2)热、质交换充分，分离效率高，使产品的提取率提高；

3)操作弹性大，不产生液泛或漏液，所以负荷调节范围大，适应性强。负荷调节范围可以在30%～110%，筛板塔的调节范围在70%～100%；

4)液体滞留量少，启动和负荷调节速度快；

5)可节约能源。由于阻力小，空气进塔压力可降低0.07MPa左右，因而使空气压缩能耗减少6.5%左右；

6)塔径可以减小。

此外，应用规整填料后，由于当量理论塔板的压差减小，全精馏制氩可能实现，氩提取率提高10%～15%。

本文以甲醇和水的混合液为研究对象，因为甲醇和水在常压下相对挥发度较大，较易分离。根据物理性质，操作条件等因素条件下选用泡点进料，塔顶再沸器和塔顶回流的方式，将甲醇和水进行分离的填料精馏塔。本课程设计者能力有限，在设计中难免会有不足之处，恳请老师和读者给予批评指正。TOC\o"1-3"\h\u1816化工原理课程设计任务书 220316前言 328867符号说明 720773第一章流程与生产条件的确定和说明 92220第一节流程的确定和说明 99413一．加料方式 925185二．进料状况 99736三．塔顶冷凝方式 93857四．回流方式 1031662五．加热方式 1013214六．加热器 1029610第二节生产条件确定和说明 116241一．塔内操作压力的选择 1126202二．塔顶全凝剂的选择 1118435三．塔底加热介质的选择 11128四．回流状态及操作回流比的选择 1115886第二章精馏塔设计计算 124613一．操作压力的选择 1227435二．气液平衡关系及数据 1212235第三章塔板的工艺设计 1417444第一节物料衡算 1410523一．精馏塔全塔物料衡算 1431268二．精馏塔物性数据计算 155486第二节热量衡算 1711726一．冷凝器的热负荷 179640二．冷却介质消耗量 1815385三．加热器的热负荷及全塔热量衡算 1831740四.加热蒸汽消耗量 2131516第三节精馏塔主要尺寸的设计 2210255一．塔顶条件下的物性参数 2211822二．塔釜条件下的流量及物性参数 234374三．进料条件下的流量计物性参数 2429699四．精馏段的流量及物性参数 269728五．提馏段 2718092第四章理论塔板的计算 3211252一．回流比的计算 329382二．气液相负荷 331444三.塔板效率及实际塔板数 3329534四塔径的初步设计 3525153五．填料层的计算 3728371第五章附属设备及主要附件的选型计算 3831002一．冷凝器的选用 3822331二、加热器的选用 3924364三、塔内管径的计算及选择 3921713四．除雾沫器 4211815五.液体分布器的选取 432884六．塔斧设计 4412476七．填料支撑板的选择 4524921八．塔的顶部空间高度 469769第六章设计结果及个人总结 4726288第七章自我评价与说明 4932611第八章参考文献 50符号说明英文字母塔截面积C计算时的负荷系数，无因次Co流量系数，无因次D塔顶馏出物流量kmol/sD塔径m阀孔直径mE液流收缩系数，无因次总板效率（全塔效率），无因次Fo阀孔动能因数，F进料流量kmol/hG重力加速度H塔高mh浮阀的开度m降液管底隙高度m板上液层高度m与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m液柱K物性系数，量纲为1Ls塔内液体流量N一层塔板上的浮阀总数实际板层数理论板层数压强降Pap操作压强PaR回流比最小回流比u空塔气速m/sM分子量kg/molW塔底产品（釜残液）流量kmol/sx液相中易挥发组分的摩尔分数y气相中易挥发组分的摩尔分数Z塔高m希腊字母相对挥发度，量纲为1液体在降液管内停留时间s黏度液相密度气相密度液体表面张力N/m；液体密度矫正系数，量纲为1系数，量纲为1；填料因子1/m下标max最大min最小L液相V气相1精馏段2提馏段A易挥发组分B难挥发组分F原料液第一章流程与生产条件的确定和说明第一节流程的确定和说明一．加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费。但由于多了高位槽，建设费用也相应增加。采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但其结构简单，安装方便，如采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本次试验采用泵直接加料。二．进料状况进料状况一般有冷液进料、泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离不利，节省加热费用。但冷液进料受环境影响较大。对于沈阳地区来说，存在较大温差，冷液进料会增加塔底蒸汽上升量，增大建设费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。三．塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此次分离是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。四．回流方式回流方式可分为重力回流或理量或塔板数较多时，回流冷凝器不易安装在塔顶。而且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝器冷却以回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用强制回流。五．加热方式加热方式可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热，蒸汽直接由塔底进入塔内。由于总组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热是通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接蒸汽加热。六．加热器采用U型管蒸汽间接加热器，用水蒸气作加热剂。因为塔较小，可将加热器放在塔内，即再沸器。这样釜液部分汽化，维持了原有浓度，减少理论塔板数。第二节生产条件确定和说明一．塔内操作压力的选择一般来说，主要根据物料的性质、原料的性质，对产品浓度的要求、设备来源、工厂的生产规模、能量综合利用等情况。因此，选择合理的操作条件，对本设计采用常压蒸馏，即在1atm压力条件下操作。二．塔顶全凝剂的选择全凝器的冷却剂用循环水，因塔顶蒸汽温度较高，用自来水做冷却剂方便且便宜，为了冷却作用完全，塔顶蒸汽和冷却水间必须保持适宜的温度差（冷却水温度一般为10~25℃）。三．塔底加热介质的选择饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂，它冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽的压力准确的控制加热温度。四．回流状态及操作回流比的选择回流液体为饱和液体，回流比的大小不仅影响所需要的理论板数、塔径、塔板的结构尺寸，还影响加热蒸汽和冷却水消耗量，回流比选择原则是使塔的设备费用和操作费用的综合最低。同时也考虑到操作条件的弹性，变精馏操作回流比，从而调节塔的分离能力。在设计时若选用的回流比过大，此时所需要的理论板数很小，但这样的精馏塔在操作时，改变回流比所起的调节作用很小，不利于操作调节。因此，本设计中取R=1.5，不宜取得过大。精馏段操作线斜率：第二章精馏塔设计计算一．操作压力的选择精馏操作常在常压、减压下进行。操作压力常取决于冷凝温度，一般除热敏物质外，凡通过常压蒸馏难以实现分离要求，并能用循环水将馏出物冷凝下来的系统，均宜采用减压蒸馏；对常压下馏出的冷凝温度过低的系统，需提高塔压或采用冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物料必须采用加压蒸馏。本设计对象是甲醇—水混合液，建厂地址为沈阳，因此常采用常压蒸馏，操作压力为1atm。二．气液平衡关系及数据温度t/℃甲醇摩尔分数温度t/℃甲醇摩尔分数液相x/％气相y/％液相x/％气相y/％1000073.846.2077.5692.95.3128.3472.752.9279.7190.37.6740.0171.359.3781.8388.99.2643.5370.068.4984.9285.013.1554.5568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9478.028.1867.7564.710010076.733.3369.18表一甲醇－水汽液相平衡数据表摘自《化工工艺设计手册》下册P110表19-38（8）图一甲醇-水X-Y图第三章塔板的工艺设计第一节物料衡算一．精馏塔全塔物料衡算1.原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率已知F=1万吨质量分数Xf=30%XD=95%Xw=0.3%水的摩尔质量=18.02kg/kmol甲醇的摩尔质量=32.04kg/kmol进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为、、：2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3.物料衡算原处理量物料衡算F=D+W（1）（2）联立（1）（2）解得W=52.88kmol/hD=14.15kmol/h塔顶进料塔斧质量分数（%）91.4419.420.16摩尔质量Kg/kmol30.8020.7218.04摩尔流量14.1567.0352.88质量流量kg/h435.821388.89952.89表二物料衡算结果表温度t/℃甲醇摩尔分数温度t/℃甲醇摩尔分数液相x/％气相y/％液相x/％气相y/％1000073.846.2077.5692.95.3128.3472.752.9279.7190.37.6740.0171.359.3781.8388.99.2643.5370.068.4984.9285.013.1554.5568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9478.028.1867.7564.710010076.733.3369.18二．精馏塔物性数据计算1.操作温度计算利用上表一中的数据由内插法可求得、、进料：塔顶：塔釜：则精馏段的平均温度==74.71℃提馏段的平均温度==91℃2.相对挥发度的计算精馏段相对挥发度的计算XA=0.5543YA=0.7644XB=0.4457YB=0.2356提馏段相对挥发度计算X’A=0.0979Y’A=0.3106X’B=0.9021Y’B=0.68943.回流比的计算根据1.01325×105Pa下甲醇-水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x-y曲线图。泡点进料，所以q=1，即q为一直线。本平衡具有下凹部分,操作线尚未落到平衡线，已与平衡线相切。第二节热量衡算一．冷凝器的热负荷冷凝器的热负荷Qc＝(R＋1)D(IVD－ILD)其中IVD——塔顶上升的蒸汽的焓ILD——塔顶熘出液的焓IVD－ILD＝xD∆HV甲＋(1－xD)∆HV水其中∆HV甲——甲醇的蒸发潜热∆HV水——水的蒸发潜热组分沸点t/°C蒸发潜热∆Hr/(kJ/kg)Tc/K甲醇64.71105512.6水1002257647.3蒸发潜热与温度的关系：∆HV2＝∆HV1[(1－Tr2)/(1－Tr1)]0.38表三沸点下蒸发潜热列表摘自《化工原理》修订版，上册附录4及附录18塔顶温度下的潜热计算：tD＝67.04°C时对甲醇，Tr1＝T1/Tc＝(273.15＋67.04)/512.6＝0.664Tr2＝T2/Tc＝(273.15＋64.07)/512.6＝0.659蒸发潜热HV甲＝1105×[(1－0.664)/(1－0.659)]0.38＝1098.833kJ/kg对水，同理可得，Tr2＝T2/Tc＝0.576Tr1＝T1/Tc＝0.526蒸发潜热∆HV水＝2257×[(1－0.526)/(1－0.576)]0.38＝2356.547kJ/kg对全凝器做热量衡算(忽略热量损失)Qc＝(R＋1)D(IVD－ILD)泡点回流，塔顶含甲醇量高，与露点接近，可得IVD－ILD＝xD∆H甲＋(1－xD)∆H水IVD－ILD＝0.9144×1098.83＋(1-0.9144)×2356.547＝1206.493kJ/kgQc＝(R＋1)D(IVD－ILD)＝2.08×435.82×1206.493=1.094×106kJ/kg二．冷却介质消耗量设冷却介质进出口温度分别为25℃35℃则平均温度下t＝30°C时，Cpc＝4.25kJ/(kg.℃)可得Wc＝Qc/[Cpc(t2－t1)]＝1.094×106/(4.25×10)=25741.18kg/h三．加热器的热负荷及全塔热量衡算比热容的计算由公式计算(a.b.c的单位：kJ/kmol·K)甲醇的；a=18.40b=101.56×10-3c=-28.68×10-6水的；a=29.16b=14.49×10-3c=-2.022×10-61.温度下（67.04℃）=18.40+101.56×10-3×(273.15+67.04)－28.68×10-6×（273.15+67.04)2=49.630kJ/(kmol·K)=29.16+14.49×10-3×(273.15+67.04)－2.022×10-6×(273.15+67.04)2=33.753kJ/(kmol·K)2.温度下（82.22℃）=18.40+101.56×10-3×(273.15+82.22)－28.68×10-6×（273.15+82.22）2=54.481kJ/(kmol·K)=29.16+14.49×10-3×(273.15+82.22)－2.022×10-6×(273.15+82.22)2=34.202kJ/(kmol·K)3.温度下（99.78℃）=18.40+101.56×10-3×(273.15+99.78)－28.68×10-6×（273.15+99.78）2=56.264kJ/(kmol·K)=29.16+14.49×10-3×(273.15+99.78)－2.022×10-6×(273.15+99.78)2=34.451kJ/(kmol·K)组分tD=340.19tF=355.37平均值tw=372.93tF=355.37平均值甲醇49.63054.48152.05656.26454.48155.372水33.75334.20233.97834.45134.20234.326表四甲醇.水在不同温度下混合物的比热容计算表由表四可得：甲醇Cp1ave×(tD－tF)＝52.056/32.04×(340.19-355.37)＝-24.663kJ/kmolCp1ave’×(tW－tF)＝55.372/32.04×(372.93-355.37)＝30.372kJ/kmol水Cp2ave×(tD－tF)＝33.978/18.02×(340.19-355.37)＝－28.623kJ/kmolCp2ave’×(tW－tF)＝34.326/18.02×(372.93-355.37)＝33.450kJ/kmol∫Cp(D~F)dt＝[Cp1avexD’＋Cp2ave(1－xD’)]×(340.19-355.37)＝[52.056/32.04×0.95＋33.978/18.02×0.05]×(340.19-355.37)＝－24.861kJ/kmol∫Cp(W~F)dt＝[Cp1ave’xW’＋Cp2ave’(1－xW’)]×(372.93-355.37)＝[55.372/32.04×0.003+34.326/18.02×0.997]×（372.93-355.37）＝33.440kJ/kmol且已知D’=435.82kg/hW’=952.899kg/hQD＝D’∫Cp(D~F)dt＝435.82×(－24.861)＝-10834.92kJ/hQW＝W’∫Cp(W~F)dt＝952.899×33.440＝31864.942kJ/h对全塔进行热量衡算QF＋QS＝QD＋QW＋QC以进料温度所对应的焓值为基准做热量衡算：QS＝QD＋QW＋QC－QF＝-10834.92＋31864.942＋1.094×106－0＝1.115×106kJ/h塔釜热损失为10％，QS’＝QS/0.9=1.239×106kJ/h其中QS——加热器理想热负荷QS’——加热器实际热负荷QD——塔顶熘出液带出热量QW——塔底带出热量四.加热蒸汽消耗量当T＝406.45K，p=300kPa，∆Hr水蒸气＝2168.1kJ/kgWh＝QS’/∆Hr水蒸气=1.239×106/2168.1=571.43kg/h 符号QCWCQFQD数值1.09×106kg/h25741.18kg/h0-10834.95kj/h符号QWQS’Wh数值3186.942kJ/h1.23×106kJ/h571.43kJ/h表五热量衡算数据结果列表第三节精馏塔主要尺寸的设计温度℃5060708090100甲醇密度760751743734725716水密度988.1983.2977.8971.8965.8958.4表六不同温度下甲醇和水的密度摘自《化工原理》修订版上册附录7及附录14塔顶条件下的物性参数XD=0.9144D=14.15kmol/h1.气相平均摩尔质量为=30.84kg2.液相平均摩尔质量为约等于气相MLD=30.84kg/kmol气相密度4.液相密度TLD=66.19℃用内插法求甲醇和水的密度解得符号数值30.84kmol/h30.84kmol/h755.05Kg/m31.105Kg/m314.15Kmol/h表七塔顶数据结果表二．塔釜条件下的流量及物性参数1.液相平均摩尔质量因为甲醇的浓度很小，所以液相可视为纯水2.气相密度液相密度用内插法计算约等于水的密度==958.57kg/m3符号W数值18.02kmol/h18.02kmol/h958.57Kg/m30.5892Kg/m352.88Kmol/h表八塔釜数据结果表三．进料条件下的流量计物性参数XF=01942F=67.03kg/h查表一得XF13.1519.4220.83YF54.55YF62.731.气相平均摩尔质量为液相平均摩尔质量3.气相密度4.液相密度tF=82.22时用内插发求甲醇和水的密度由公式解得=84.081kg/m3符号F数值26.604kmol/h20.743kmol/h884.01Kg/m30.913Kg/m367.03Kmol/h表九进料数据结果表四．精馏段的流量及物性参数1..精馏段则液相组成==0.5543气相组成==0.7644所以=32.04×0.5543+18.02×(1-0.5543)=25.79kg/kmol=32.04×0.7644+18.02×(1-0.7644)=28.74kg/kmol2.=74.71℃时：求甲醇的密度求水的密度精馏段液相和气相密度的计算由公式混合液密度=(为质量分数，为平均相对分子质量）可求得液相密度。将数据代入上式。解得ρL=358.39kg/m3由下面公式可求得混合气密度=将数据代入公式符号数值25.79kmol/h28.74kmol/h358.39Kg/m31.0074Kg/m3表十精馏段数据结果表五．提馏段1.则液相组成==0.0979气相组成==0.3106所以=32.04×0.0979+18.02×(1-0.0979)=19.39kg/kmol=32.04×0.3106+18.02×(1-0.3106)=22.37kg/kmol=91.00℃时，求甲醇的密度求水的密度提馏段液相和气相密度由公式混合液密度=(为质量分数，为平均相对分子质量）可求得液相密度。将数据代入上式。解得由下面公式可求得混合气密度=将数据代入公式符号数值19.39kmol/h22.37kmol/h915.308Kg/m30.749Kg/m3表十一提馏段数据结果表六.液体的表面张力一元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算：注：=，==，=，B=，A=，+=1式中下角标W、O、S分别代表水、有机物及表面部分；、指主体部分的分子数；、指主体部分的分子体积；、为纯水、有机物的表面张力；对甲醇q=1。B=+=1A=B+QA=温度/℃60708090100甲醇表面张力/18.417.616.815.714.5水表面张力/66.264.362.660.758.8表十二不同温度下甲醇和水的表面张力摘自《化工原理》修订版上册附录7及附录191.精馏段混合物表面张力的计算（=74.71℃）甲醇的表面张力：水的表面张力：=-0.270A=B+Q=-0.491-0.270=-0.761-0.761与联立解得解得2．提留段混合物表面张力的计算（=91.00℃）甲醇表面张力：水的表面张力：=-0.2806A=B+Q=0.630-0.2806=0.34940.3494与联立解得解得七.粘度计算物质粘度mPa·s温度/℃20406080100甲醇0.5800.4390.3440.2770.228水1.0020.6530.4660.3540.282表十三不同温度下甲醇和水的粘度摘自《化工原理》修订版上册附录4及附录141.=74.71℃时，即精馏段,水的粘度，甲醇的粘度和混合粘度。由公式2.=91.00℃时，即提留段时，甲醇的粘度，水的粘度，混合粘度。由公式第四章理论塔板的计算理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法、图解法。一．回流比的计算根据1.01325×Pa下甲醇-水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x-y曲线图。泡点进料，所以q=1，即q为一直线。本平衡具有下凹部分,操作线尚未落到平衡线，已与平衡线相切。二．气液相负荷1.精馏段质量流量：体积流量：2.提馏段质量流量：体积流量：三.塔板效率及实际塔板数理论塔板数通过画图得，如下图所示图二理论塔板数图板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质相关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。此处板效率用康奈尔公式计算。其中：α—塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度μL—塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa•s1.精馏段，2.提馏段，加料板进料位置在第11块板。四塔径的初步设计1.精馏段：由=（安全系数）×，安全系数=0.6~0.8，，式中C可由史密斯关联图查出。横坐标数值：取板间距：=0.40m，=0.06m，则－=0.34m查图可知：=0.07，==0.071=1.34=0.7=0.7×1.34=0.938==0.563m按标准塔径圆整后为=0.6m塔截面积为===0.2826实际空塔气速为==839.67/0.2826/3600=0.825提馏段横坐标数值：==0.0587取板间距：=0.40m，=0.06m，则－=0.34m查图可知：=0.07，==0.0811=0.0811×=2.834=0.7=0.7×2.834=1.984==0.430m按标准塔径圆整后为=0.6m塔截面积为===0.2826实际空塔气速为==1039.05/3600/0.2826=1.021五．填料层的计算1.填料层高度的计算（需查表得每米理论级数（NTSM））（1.）精馏段动能因子经查每米理论级数（NTSM）=2.9m-1精馏段填料层高度提馏段经查每米理论级数（NTSM）=2.95m2.填料层压降的计算精馏段用精馏段动能因子F查液体负荷L分别为5和10时的每米填料压降，在用内插法算得L=5.509m3/(m2.h)时的每米压降L510∆p/Z0.00520.0055当L=8.35时，，∆p/Z=0.0054kpa/m所以，精馏段压降∆p精=∆p/Z×Z=0.0054×1.72=0.0093kpa/m提馏段同理，用提馏段动能因子F查液体负荷L分别为5和10时的每米填料压降，在用内插法算得L=5.509m3/(m2.h)时的每米压降L510∆p/Z0.00490.0051当L=3.009时，∆p/Z=0.0048kpa/m∆p提=∆p/Z×Z=0.0048×2.37=0.0114kpa/m∆p=∆p精+∆p提=0.0093+0.00114=0.0207kpa/m参数精熘段提熘段全塔空塔气速(m/s)0.8251.021塔径(m)0.60.60.6每米填料层压降(pa/m)9.311.3820.7填料层高度(m)1.722.374.09表十四精熘塔各部分工艺尺寸及相关物性第五章附属设备及主要附件的选型计算一．冷凝器的选用取全凝器的传热系数K=2400kJ/(m2∙h∙℃)，选择逆流操作。冷却水进口温度是25℃，出口温度是35℃。原料液是泡点回流，进出口温度基本相等。逆流：T67.04℃→67.04℃t25℃←35℃∆t2=67.04-35=32.04℃∆t1=67.04－25＝42.04℃∆tm=(∆t2－∆t1)/In(∆t2/∆t1)=36.81℃A=Qc/(K∙∆tm)=1.094×106/(2400×36.81)＝12.38m2公称直径mm管程数管数管长mm换热面积M2公称压力Mpa400IV86200016表十五摘自《金属设备》上册p118表2-2-5及p132表2-2-8二、加热器的选用由于本设计选择的是133.3℃总压是300kpa的饱和水蒸汽作为加热介质，取传热系数K=4186.8kJ/m2。H.℃。∆t=133.3－100＝33.3℃A=QS’/(K∙∆t)=1.11×106/(4186.8×33.3)＝8.00m2公称直径mm管程数管数管长mm换热面积M2公称压力Mpa273138300025表十六摘自《金属设备》上册p118表2-2-5及p132表2-2-8三、塔内管径的计算及选择本设计选用高位槽进料，所以WF可取0.4~0.8m/s，本设计选用WF=0.7m/s1.进料管：选用WF=0.7m/sdF=[4F’/(3600∙π∙WF∙ρLF)]1/2=[4×1388.89/(3600×3.14×0.7×884.01)]1/2=0.028m式中F'进料液流量，kg/hρL进料条件下的液体密度，kg/m3圆整后，选用的是φ=32mm.内管外管半径R内管重32×3.576×41202.48表十七进料管参数表摘自《浮阀塔》p197表5-32.回流管：选用WR=0.3m/sdR=[4L’/(3600×π∙WR∙ρL1)]1/2=[4×470.68/(3600×3.14×0.3×755.05)]1/2=0.0148m式中L回流液体质量流量。Kg/hρL塔顶液相密度圆整后，选用的是φ=18mm内管外管半径R内管重18×357×3.5501.11表十八回流管参数摘自《浮阀塔》p197表5-33塔顶蒸汽接管：选用WV=20m/sdV=[4V’/(3600∙π∙WV∙ρVD)]1/2=[4×470.68/(3600×3.14×20×1.105)]1/2=00868mρV塔顶气相密度，kg/m3式中V塔顶蒸汽质量流量，kg/m3圆整后，选用的是φ=89mm。内管外管半径R内管重89×4133×42651508.36表十九塔顶蒸汽管参数摘自《浮阀塔》p197表5-34塔釜出料管：选用WW=0.7m/sdV=[4W’/(3600∙π∙WW∙ρLW)]1/2=[4×952.899/(3600×3.14×0.7×958.57)]1/2=0.022m式中W塔釜流出液的质量流量，kg/m3ρL塔釜液相密度，kg/m3圆整后，选用的是φ=25mm。内管外管半径R内管重25×376×4751.63表二十塔釜出料管参数摘自《浮阀塔》p197表5-3四．除雾沫器为捕集出填料层气体中所夹带的液沫和雾滴，需在塔顶液体初始分布器的上方设置除雾沫器。本设计塔径小，填料层高度不高，且汽液易分离，因此采用小型的丝网除沫器，装入设备上盖。气速计算式中K—常数，取0.107精馏段气体和液体的密度，kg/m3除沫器直径的计算所以五.液体分布器的选取填料塔的传质过程要求塔内任一截面上汽液两相流体能均匀分布，从而实现密切接触、高效传质，其中液体的初始分布至关重要。根据塔径D=500mm，液体负荷较小，填料层不高，因此选用列管式液体分布器。由于填料层不需分段，因此不需要液体再分布器。小孔输液能力的计算n=W小孔流速F小孔总面积D小孔直径流速系数小孔总数Q小孔输液能力喷洒球面中心到填料表面的距离计算式中r喷射圆周半径喷射角可取D精馏塔内径所以H=r==进料液分布器由前知小孔流速W=1.533m/s小孔输液能力所以H=r==又因为莲蓬头直径d可取（0.2～0.3）D，本设计取六．塔斧设计塔釜料液量式中提馏段液相密度L提馏段液相质量流量。七．填料支撑板的选择本设计采用波纹板网支撑板，板网支撑结构简单，重量轻，自由截面大，但强度低。本设计填料层高度较低，故此支撑板试用。主要设计参考表二十一，表二十二。塔径／ｍｍ板外经／ｍｍ板高／ｍｍ近似重量／Ｎ7006854086表二十一不锈钢波纹板网支撑板的设计参数表摘自《塔设备设计》p268表5-36塔径ｍｍＤ１ｍｍＤ２ｍｍ近似重量Ｎ厚度ｍｍ7006965964816表二十二支撑圈尺寸参数表摘自《塔设备设计》p273表5-41八．塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层，塔盘到塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取，本设计取．精馏塔高度计算单位．塔顶空隙塔顶接管高填料层高度塔釜鞍式支座塔釜法兰高喷头弯曲半径喷淋高度进料口喷头上方高度表二十三精馏塔各部分高度列表第六章设计结果及个人总结塔顶塔釜进料精馏段提馏段液相摩尔流量(kmol/h)14.1552.8867.0325.7919.39液相质量流量(kg/h)435.82952.8991388.89摩尔分率0.91440.001690.19420.55430.0979质量分率0.950.30.003气相平均相对分量(kg/kmol)30.8418.0226.60428.7422.37液相平均相对分量(kg/kmol30.8418.0236.60428.7422.37气相平均密度(kg/m3)1.1050.58920.9131.00740.749液相平均密度(kg/m3)755.05958.57884.01358.39915.308温度(℃)67.0499.7882.2274.7191.00平均粘度(mPa∙S)0.33140.3059理论塔板数13块实际塔板数26块塔高表二十四精熘塔主要设计参数汇总表第七章自我评价与说明通过本次的化工原理课程设计，让我对精馏这一章有了更加全面的认识，让我有这样一个机会取深入了解填料精馏塔。本次设计除了对精馏塔的了解，我还对计算机操作有了更深层次的认识，学会了一些在Ｗｏｒｄ中从来没有接触的东西，例如，数据编辑器等等。除此之外，我还对我以前学过的一些知识进行了复习，如物理化学，以及化工原理其他方面的知识。本次另一个重大的收获就是我学会了ＣＡＤ制图，一个以前从未接触的制图工具，从不会到了解，突然让我感觉到了学习中的一些乐趣。本次设计除了学到了很多知识，还有一些不足的地方，在查阅资料的时候后，自己走了一段弯路，感觉浪费了一些时间，还有就是本次设计的数据量比较大，所以不免出现一些计算马虎的数据，可能会影响到计算结果。第八章参考文献

大型化工装置拆除运输方案一、工程概况二、运输路线三、运输时间安排四、运输车组车辆配置五、车组操作程序六、公路运输安全措施七、运输安全保证措施工程概况：拆除，我公司负责运输吊钩下接货，走公路至大庆市油田现场车面交货。货物基本信息如表：序号设备名称外形尺寸（cm）重量（t）数量（台）预计装车时间1炼油设备各种2023.09，152炼油设备2023.10未完工二、运输路线：1.运输起止地：四、运输车组车辆配置序号1运输车组车辆配置1号车组参数表1厂牌陕汽产地中国型号F2000驱动形式6×4发动机功率440匹马力最大扭矩2200Nm/1000-1500rpm轮胎1200R20桥荷（吨）前8后32自重（吨）10外形尺寸7.36米×2.5米×3.3米牵引重（吨）200配备数量1台低平板参数表2轴线数2纵11轴轴载（吨）25轮胎数88单胎载荷3.125自重（吨）50载重量（吨）250外形尺寸长17米，宽3.4米，高1.07米数量1部车组参数表3车货总重车组总长车组总宽车组运行高度25米序号2运输车组车辆配置2号车组参数表1厂牌东风产地中国型号DFL4251A2驱动形式6×4发动机功率380匹马力最大扭矩1800Nm/1000-1500rpm轮胎1200R20桥荷（吨）前8后32自重（吨）8外形尺寸7.36米×2.5米×3.3米牵引重（吨）80配备数量1台低平板参数表2轴线数3桥轴载（吨）17轮胎数12单胎载荷4.25自重（吨）16载重量（吨）80外形尺寸长12米，宽3.2米，高0.7米数量1部车组参数表3车货总重车组总长车组总宽车组运行高度80吨20米3.2米4.5米五、车组操作程序（1）挂车的组装接货前，按设备的参数配备好适合的牵引头，拼好所需轴线板